TW201002649A - Continuous process and reactor for hydrogenating organic compounds - Google Patents

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201002649 六、發明說明： 【發明所屬之技術領域】 本發明係關於在包含經溶解或懸浮之催化劑的多相系統 中氫化有機化合物之連續方法’其包含以兩個階段進行該 方法’第一階段在具有外部熱交換器之環管反應器中進行 且第一階段在具有受限逆混之氣泡塔反應器中進行。本發 明另外係關於可進行本發明之兩階段氫化之反應器。 【先前技術】 有機化合物之催化氫化一般在異質催化劑上進行，該催 化劑通常以固定床形式排列。不飽和化合物之氫化一般釋 放大1熱’結果是固定床反應器在一些狀況下必需裝備有 用於熱移除的極複雜裝置。若額外任務為以最大轉化率進 行氫化’則必需串聯複數個經冷卻固定床反應器。在氮化 製程中，即使在短操作時間之後’催化劑的活性及/或選 擇性亦可能降低，此使得有必要更換催化劑或（若可能）使 催化劑再生。在固定床反應器中，此催化劑更換或再生一 般不能在連續操作中進行，因此必需使氫化工廠停工。 或者’異質催化之氫化可以懸浮反應之形式進行，在該 狀況下藉由供應機械能使氫化催化劑懸浮（例如）於攪拌槽 或環管反應器中；例如參看Ullmannis Encyclopedia of Industrial Chemistry, Verlag Chemie, Electronic Edition
Release 2008，第 7 版，章節「Reactor Types and Their Industrial Application」，第 24頁，圖 11。 藉由以懸浮之催化劑使芳族化合物氫化的環脂族化合物 140148.doc 201002649 製備法描述於文獻中之眾多實例中，諸如DE-C1-907294、 US 2,606,925 ' DE-A1-2132547 ' US 4,394,522 ' US 4,448,995 或DE-A1-3226889。自此等實例顯而易見反應溫度可影響 異構物分布及副產物形成。 文獻同樣包括氫化的眾多工業實施之實例。 DE-A1-1793452描述用於進行催化氫化之連續方法，其 中自反應器提取一部分液體反應介質，將其傳導穿過冷卻 器且接著與氫氣一起以高速饋送回至反應器中液體表面下 方。該反應器之滯留時間分布對應於完全逆混攪拌槽 (「CSTR」）的滯留時間分布。 DE-A1-19647126描述具有用於級聯反應器之經安裝多孔 板的多階段氣泡塔反應器。 EP-A2-57 364揭示用於在高壓下使碳氫化之具有經安裝 中間塔盤的反應器，意圖為藉助於中間塔盤防止反應器中 之逆混。 EP-A2-9 85446描述用於使葡萄糖氫化成山梨糖醇之兩階 段連續方法，其中第一階段在攪拌容器中實現且第二階段 在氣泡塔反應器中實現。此組合允許調整滯留時間使得原 料轉化率可能高達99」％。 DE-A1-10119135描述用於在具有複數個串聯之懸浮反應 器的反應器系統中製備二胺基二環己基甲烷之連續方法。 攪拌槽反應器及氣泡塔反應器皆描述為可能之單獨反應 器。 DE-A1-20398 18揭示用於使二胺基二苯基曱烷兩階段氫 140148.doc 201002649 化之方法及反應器連接。反應最初在具有經懸浮催化劑的 循環反應器中進行’將催化劑移除且再循環至循環反應器 中，且將液體饋入至具有固定床催化劑的第二反應器中以 實現完全轉化。 所引用之文獻揭示有機化合物之氫化（尤其芳族化合物 之氫化）的溫度可影響副產物形成及異構物比率。當溫度 過低時，一般存在反應不開始或進展太緩慢之風險，而過 高溫度可導致進行非所要副反應且包括反應失控。 尤其在使芳族化合物氫化為相應環脂族化合物之狀況 下，氫化之轉化率應額外為最大值，因為所得反應混合物 的隨後純化（例如，藉由蒸餾）另外可為複雜的，因為未轉 化之起始4勿質可形成莫隹以移除且在處王里中難以處置之副產 物。 先前技術首先揭示將具有良好混合之反應器用於芳族化 勿之連續氫化’其具有連續授拌槽反應器的滞留時間分 布。 、在該等反應器巾之滯料間分布指^僅可以逐批操作或 、續模式U際上僅在低體積流動下)實現攪拌槽反應器中 的南氫化轉化率。尤豆名 公& 尤/、在大體積之狀況下，攪拌槽中之熱 私除亦僅可能為不足之程度。 ^方面’先前技術揭示作為連續氫化反應器之氣泡塔 反應益。 留時#限制圯混之内部零件的氣泡塔反應器可延長滯 間且因此增加方法之轉化率。然而，氣泡塔反應器中 140148.doc 201002649 反應熱之移除與攪拌槽反應器中一樣受限。 攪拌槽反應益與氣泡塔反應器之組合允許以連續操作實 現高轉化率。然而，反應器之主要反應部分（攪拌槽）的熱 移除問題未得到解決。此外，該等方法之技術實施極複雜 且因此成本昂貴。 複數個氣泡塔反應器或授拌槽反應器的形成級聯之串聯 萑貫允冻以連續刼作貫現較高轉化率，但此類型之反應方 p g亦未解決放熱反應中之熱移除問題。此外，資金成本因 ' ㈣若干反應11的狀況下製程方案之複雜性及工業複雜性 而增加。 %官反應器及管式反應器與固定催化劑床之耦接在第一 製程階段後要求技術上複雜且昂t的懸浮催化劑移除。 【發明内容】 因此，本發明之目標為研發技術上簡單之氫化有機化合 物之方法，藉由該方法亦可能以連續模式以高產量且以極 ( 冑最終轉化率在狭窄溫度範圍内進行高度放熱之氫化。本 發明之方法應使反應能夠在界定之溫度範圍内進行，以便 控制反應物之異構物比率且防止形成非所要副產物。該方 法應允許實現高轉化率，以便使未轉化之反應物的移除簡 二匕。此外，該方法之反應方案及設備組態應可以技術上簡 單且义濟上可订之方式實施。此外，此方法應允許實現長 服務壽命，使得可減少用於更換或再生催化劑的反應器非 所要停工數。 根據本發明藉由在多相系統中在均質或異質催化劑存在 140148.doc 201002649 下氫化有機化合物 個階段進行該方法 反應器中進行且第 中進行。 之連續方法實現目標，該方法包含以兩 ，第一階段在具有外部熱交換器之環管 一階段在具有受限逆混之氣泡塔反應器 本發明適於在多相系統中進行氫化。在該多相系統中， 風氣構成氣相，而有機化合物以液相存在。催化劑可溶解 ;液相中 < 催化劑可作為懸浮於液相中之固相存在。 在本發明之方法中使用氫氣。 旦般以1至10倍’較佳115倍於化學計量條件所需之 夏的相對大化學計量過量使用用於氫化之氫氣。可將盆作 為循環氣體再循環至反應中。氫氣—般以工業級純度使 用。氫氣亦可以包含氫氣之氣體㈣，與諸如氮氣、氦 氣、氣氣、氬氣或二氧化碳之其他惰性氣體的混雜物)形 式使用。所用之包含氫氣之氣體可（例如）為重整廢氣、煉 廠氣等。然而，該方法中較佳使用純氫氣或基本上純之氮 氣0 在本發明之方法中，額外可能使用包含至少—個不飽和 碳-碳、碳-氮或碳-氧鍵之有機化合物。 該等有機化合物之實例為包含至少—個或_個以上㈣ 胺基'腈基、亞胺基、烯胺基、疊氮基或聘基之化合物， 其被氫化為胺。 此外，本發明方法中可能使用包含至少_個或一個以上 敌基醋基、緩酸基、搭基或酮基之化合物，其被氣化為 醇0 140148.doc 201002649 該方法中亦可能使用具有不飽和碳-碳鍵之有機化合 物’諸如烯烴及/或块烴。 適用之有機化合物亦包括可部分或完全轉化成不飽和或 飽和碳環或雜環的芳族或雜芳族化合物。 所用之有機化合物較佳為芳族化合物。 適用於藉由本發明之方、本& ,, ^ 万法的虱化之芳族起始物質包括：
、芳私單月女諸如苯胺、異構甲苯胺、異構二甲苯胺、卜 或2-胺基奈 '聯苯胺及經取代聯笨胺； 芳矢胺冑如異構笨二胺(鄰苯二胺、間苯二胺、對 苯二胺)、異構甲苯二胺(諸如，二胺基甲苯及/或2,6二 胺^甲苯）、異構一胺基萘（諸如’ Μ.二胺基萘）、雙（心胺 基苯基）曱烷（MDA)、間二甲苯二胺（MXDA)、雙（4_胺 基-3-曱基苯基)曱烷及雙(4_胺基_35_二曱基苯基)_甲烷； 2族多元胺’諸如聚合MDA(聚亞f基聚苯基胺）； 方奴早羧酸及二羧酸及其酯，諸如苯曱酸、異構鄰苯二 曱酸及其酯，較佳為其曱基酯， 芳無胺基叛酸及其酯，諸如鄰胺基苯甲酸； 芳族醇，諸如酚及雙酚A;及 芳族烴，諸如苯、甲苯、乙基苯、異構二甲苯、茚、萘 滿及萘。 在〇方法中亦可此使用經取代芳族化合物，其中亦可連 同方族環之氫化一起發生取代基之氫化。其實例為具有硝 基之芳族單胺，諸如異構硝基苯胺；或芳族酮，諸如苯乙 酮，或經取代腈，諸如苯曱腈、甲苯腈或鄰胺基苯曱腈。 140148.doc 201002649 此外，在本發明方法中亦可能使用芳族含氮雜環，諸如 吡啶、吡咯或吲哚。 該方法中較佳使用芳族月安，諸士〇上文提及之芳族單胺、 二胺及/或多元胺。 該方法中尤其較佳使用聚合MDA、苯胺、2,4_二胺基曱 苯、2,6-二胺基甲$、鄰苯二胺、間笨二胺、對苯二胺、 雙（4-胺基苯基）甲烧（MDA)、間二甲笨二胺（mxda)、雙 (4_胺基-3-甲基苯基）曱烷及/或雙（4_胺基We甲基苯基） 該方法中極尤佳使用苯胺、間二甲苯二胺（mxda) 烷 雙-(4-胺基苯基）甲烷（MDA)、雙（4_胺基_3甲基苯基）甲 及雙（4-胺基-3,5-二甲基苯基）甲烷。 或其可攜帶 芳基、雜芳 芳氧基、羧 除胺基之外，芳族胺可不具有其他取代基， 一或多個其他取代基，例如烷基、環烷基、 基、_素、鹵烷基、矽烷基、羥基、烷氧基、 基或院氧幾基取代基。 可藉由本發明方法獲得之環脂族胺可用作製造界面活性 劑、藥物及作物保護組合物、包括光穩定劑之穩定劑、聚 合物、聚醯胺、異氰酸醋、環氧樹脂之硬化劑、聚 酸醋之僅化劑、用於製備第四銨化合物之中間物、二塑 劑、腐蝕抑制劑、合成樹脂、離子交換劑、紡織助气：染 料、疏化促進劑、乳化劑及/或用於製備腺及聚脲：起二 物質的合成單元。 <起始 特定言之，可能使料藉由使作為錢抑_或硫化促 140148.doc -10* 201002649 進劑之苯胺氫化而獲得的環己胺。 雙（4·胺基苯基）曱烷（MDA)、雙（4_胺基_3_甲基苯基）曱 燒及/或雙（4-fe基_3,5_二甲基苯基）甲烷之氫化產物可用作 聚醯胺之單體單元、環氧樹脂之硬化劑或用於製備相應異 氰酸酯的起始物質。 氫化可使用或不使用溶劑進行。當有機化合物以固體形 式存在且僅可以極大複雜性（若可能的話）作為溶體處置及 傳輸％ ’使用溶劑為有利的。所用溶劑可為醇，諸如異丙 醇、異丁醇或第三丁醇；或醚，諸如二乙醚、丙三醇二甲 基_、一 °惡烧或四氫》夫喃。 然而’所用之落劑亦可為反應中所形成之最終產物。 適用之溶劑亦可包括前述溶劑之混合物。 較佳溶劑為異丙醇、異丁醇及/或第三丁醇。尤其較佳 將反應中所形成之最終產物用作溶劑。 通常以獲得至鄕（重量百分比），較佳15至桃且更 佳20至30%欲用於氫化之有機化合物溶液之量使用溶劑。 尤其較佳為在不使用溶劑之狀況下進行該方法。 本發明方法録適用於氫化之均質或異f催化劑存在下 進行。較佳為在異質催化劑存在下進行氫化。 適用之均質催化劑包括液體及/或可溶性氫化催化劑， 例如威爾金森催化劑（WiIkins〇n⑽叫叫、克拉布特里催 化劑（Crabtree cataIyst)或林德拉爾催化劑⑹Mb catalyst)。 所用 異質催化劑（例如）為單獨 或為混合物之貴金屬（諸如 140l48.doc 201002649 鉑、鈀、釕及鍺）或其他過渡金屬（諸如鉬、鎢、鉻，但尤 其係鐵、鈷及鎳）。 為了增加活性及穩定性，在該方法中可能使用精細分布 形式之異質催化劑。 催化劑可包含支撐材料。 所用支撐材料通常為諸如石墨、碳黑及/或活性碳之 碳、氧化鋁、二氧化矽、二氧化錯、沸石及鋁矽酸鹽，以 及此荨支推材料之混合物。 支撐材料之形狀及尺寸可變化。支撐材料之典型平均粒 徑係在0.0001直至5毫米，較佳〇 〇〇〇5至i mm，更佳〇 至0.5 mm之範圍内。 催化劑之濃度通常以所用有機化合物質量及所用溶劑質 量之和計為1重量％及i重量％以下，較佳〇丨重量％及〇」重 Ϊ %以下，且更佳〇 〇丨重量％及〇 〇丨重量％以下。 在特定實施例中，用於使芳族化合物氫化的異質含^^催 化劑較佳為基於氧化釕水合物之催化劑。尤其較佳係使用 如DE-A1-2132547中所揭示之含Ru催化劑。該較佳催化劑 之製備詳細描述於（例如）DE_A1_2132547之第4至5頁及實 例1中。通常，藉由沈澱獲得之異質含以催化劑的平均粒 徑係在1 nm至1 μηι之範圍，較佳在3 〇〇1至1〇〇 nm之範圍 中。舉例而言，以RU之氧化物水合物形式使用的釕顆粒之 平均粒徑（根據DE-A1-2132547之揭示内容）係介於4與6 nm 之間。 通常以催化劑在液體反應物或所用溶劑中的懸浮液形式 140148.doc -12- 201002649 使用異質催化劑。 本發明之方法通常在1至500巴之壓力，較佳5〇至325巴 之壓力，更佳150至250巴之壓力下進行。 該方法一般在50與300t：範圍中之溫度下，較佳在12〇至 280°C範圍中之溫度下進行。 本發明方法係以兩個階段進行。 第一階段係在具有外部熱交換器之環管反應器中進行。 環管反應器之實例為具有内部及外部環管之管式反應 器。該等反應器係詳細描述於（例如）ullmann,s Encycl〇pedia (Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, Verlag
Chemie, Electronic Release 2008，第 7版，章節「stirred
Tank and Loop React〇rs」及章節 rBubbleC〇lumns」）中。 環管反應器通常係由直立（較佳圓柱形）管式反應器組 成。 環管反應器的長度與直徑之比率通常為2:1至1〇〇:1，較 佳5:1至100:1，更佳5:1至5〇:1，尤其較佳5:1至3〇:1。 將反應物單獨或混合饋入至管式反應器中。 較佳係將反應物饋入至管式反應器的下部區域，較佳經 由女置於3衣管反應益之下部區域中的混合喷嘴饋入。 術5吾混合嘴」以慣用方式地指在流向中變窄之管。 氫氣、可溶解於溶劑中之反應物及催化劑溶液或催化劑 懸浮液一般係在混合喷嘴中劇烈混合且饋入至反應器中。 混合噴嘴可被設計成一種物質或兩種物質之噴嘴。 在一種物質之喷嘴中，僅喷入液體反應混合物且將氫氣 140148.doc -13- 201002649 在任何其他位置處饋入至反應器中，但較佳在液相中（例 如）藉助於噴灑或分配器環的方式饋入。此組態之有利處 是該-種物質之嘴嘴的簡單構造；不利處是氫氣在反應混 合物中相對不良之分散。 在兩種物質之噴嘴中，將氫氣與液體反應混合物一起饋 入且分散。在此實施例中’通常氫氣在反應混合物中達到 高度分散。 混合噴嘴較佳係經組態為兩種物質之喷嘴。 在本申6月案之上下文中，兩種物質之喷嘴亦係指催化劑 顆粒懸浮存在於液體反應混合物中的噴嘴。 混合喷嘴之較佳實施例係顯示於圖2中且詳細描述在下 奴规組恝马具有外部循 之管式反應器。 ，具有外部循環系統之環管反應器中，提取管線—般传 存在於反應器的任何所要位置（較佳係反應器之 中，經由此提取瞢结；5座、η人l Ρ &或） ❿取S線反應混合物係在外部循環系 於傳輸單元而傳導回至混合喷嘴。 曰 傳輸單元較佳為泵，且外部循環系統因此 循環系統。 私為泵送 泵之實例為離心泵或旋轉活塞泵，包 泵。尤其㈣為使⑽4作為料單元。❹或齒輪 在本發明方法中’第一階段係在具 應器中進行，在該狀況下埶交換写4…“之^管反 ·，、、又換讀存在於"循 140148.doc 14 201002649 中。在本發明之上下文中，該反應器係稱為具有外部熱交 換器之環管反應器。 熱交換器（例如）為管束熱交換器、雙管熱交換器、板式 熱交換器或螺旋熱交換器。在低於100巴之反應器設計壓 力下，較佳使用管束熱交換器；在較高壓力下，較佳使用 一或多個串聯之雙管熱交換器。 具有外部熱交換器之環管反應器通常以反應混合物之部 分經由外部泵送循環系統傳導至反應器外之方式操作，外 € 部熱交換器係存在於該外部泵送循環系統中從而使傳導經 過熱交換器之反應混合物冷卻。 外部泵送循環一般產生所謂外部迴路流。因此，第一反 應階段中之反應混合物一般經混合且以高程度循環使得第 一階段之滯留時間通常對應於完全逆混攪拌槽（CSTR)的滯 留時間。 反應混合物最終藉助於混合喷嘴反饋至反應器。 通常，將新鮮反應物、氫氣及催化劑溶液或催化劑懸浮
C / 液計量至泵送循環系統，且較佳藉助於混合噴嘴與泵送循 環系統中已存在之液流一起作為反應混合物饋入至反應器 ' 中。一般亦朝混合喷嘴供應氫氣，在第一及/或第二反應 _ 階段（循環氣體）下游之氣體分離器中自反應混合物移除該 氫氣。 在較佳實施例中，環管反應器經組態使得除了外部迴路 流之外亦形成所謂之内部迴路流。在具有内部迴路流之環 管反應器中，一般在管式反應器内部排列有同心（較佳圓 140148.doc -15- 201002649 柱形）導管且其基本上延伸通過管式反應器的整個長度， 反應器末端除外。 導管一般組態為簡單的管。I管的長度與直徑之比率— 般為5:1至100:1，較佳5:1至5〇:1。 導管直徑it常小於管式反應器的直徑。導管直徑與管式 反應器之直徑的比率一般為0.3:1至0.9:1，較佳〇 $ 0.7:1 。 V s /、反應器内壁之間的空間—般稱為環形空間。 -:I嘴 '通：經排列使得混合噴嘴產生之氣體/液體射 被導向至導管中。 混合噴嘴較佳排列於導管下端之下方，尤其 直=至:個導管直徑隔開，或以高料干導管直後之深 度》又沒於導管中。 藉助於混合噴嘴吝& 斤 生之軋體/液體射流在導管内產生流 、在離開導管後轉向使得液體在導管盥反 =:Γ。之:的環形空間中在混合噴嘴之方向上返二 體;^生内部迴路流。當混合喷嘴存在於 力；/ 一内部迴路流通常由導管内利用氣體浮 力形成之氣泡塔加強。 予 内部迴路流與在外部 動比率較佳為2至則/中泵运反應混合物的體積流 .1 ’更佳5至20:1。 線，在該二::二―管反應器亦可组態有兩個單獨管 方分離氣體及液體，且液=進::向上流’在此管線上 體在弟—官線中向下傳導回至混 140148.doc 201002649 合喷嘴。 具有包含熱交換器之外部泵 能A a女a a 达循衣的被管反應器亦可组 心為具有包含熱交換器之外 '· 此貝鈿例中，如上文所述之 在 \題、物早又佳可藉.由餹入5毛a 循環系統且藉助m噴嘴 9㈣人至泵送 反應混合物而被饋入。較 佺將反應物饋入至反應器之下。 .. 口 F刀。授掉一般在反Λ 5| 申實現良好混合，且可夢助 缺a β助於外部熱交換器移除反應熱。
‘、、、、後，較佳在具有内部迴 ,,,^ 、峪机之裱官反應器中進行第一 製程階段。 通常將反應混合物之部分自笛 丨刀目第一反應階段饋入至第二反 應階段。 :據本發明’第一反應階段為具有受限逆混之氣泡塔反 應盗’亦即氣體及液體之循環受限使得此第二反應階段中 之滯留時間分布對應於管式反應器的滞留時間分布。 >此界定之液體滯留時間允許反應物之轉化實際上完全進 <丁 °此外’第二反應階段中—般不需要其他冷卻設備，因 為僅釋放少量反應熱。 氣泡塔反應器通常由直立（較佳圓柱形）管式反應器組 成。 氣泡塔反應器的長度與直徑之比率通常為2:1至1〇〇:1， 較佳5··1至50:1，更佳10:1至3〇:1。 第二製程階段之氣泡塔反應器中的逆混較佳受限於内部 零件。該設備之併入一般限制循環且因此限制氣體及液體 之逆混。内部零件通常使得由氣體、液體及溶解或懸浮之 140148.doc 17- 201002649 催化劑組成的多相混合物可一起流動，而在此反應部分中 無任何相分離或固體的沈降及沈積。 可例如藉由併入各種内部零件來實施氣泡塔反應器中對 逆混之限制： 在較佳實施例中，藉由在管式反應器中併入複數個固定 塔盤來限制逆混。 一般而言，因此在個別塔盤之間產生具有界定反應體積 之個別區段（「隔室」）。個別區段中之每一者大體上以單 個逆混授拌槽反應器形式起作用。隨著連續的個別區段數 目增加，該級聯之滯留時間分布一般趨近於管式反應器的 滯留時間。塔盤較佳經組態為液體可滲透之噴灑塔盤。該 等嘴壤塔盤之實例為簡單多孔板及開槽塔盤，該等片或塔 盤可能具備喷灑噴嘴或兩種物質之閥門，及特殊構造之噴 麗二j (例如’噴'^塔盤或索曼塔盤（Th〇rmann 、隨道 罩塔盤或交又流塔盤。 喷灑塔盤較佳組態為多孔板、開槽塔盤、喷嘴塔盤、索 哭涔盤、隧道罩塔盤或交又流塔盤。喷灑塔盤更佳組態為 多孔片。 氣泡塔反應器體積通常由所安裝塔盤分為大約相等尺寸 之個別區段。 因此形成之個別區段的數目較佳為1至2〇個，更佳為丄至 10個，尤其較佳為2至6個。
在各狀況下，個別區段之體籍π c @ A ϋ積以虱泡塔反應益總體積計 較佳為5至50%，更佳為1〇至25%。缺二 .θ c ^ ^ 王〇 /。。然而，根據反應系統及 140148.doc -18· 201002649 釋放之反應熱，個別區段之另一分布亦為可能的。 在另一較佳實施例中，逆混受限於併入具有隨機填料的 不規則床或在氣泡塔反應器的整個體積内併入結構化填 料。 、 在隨機填料和結構化填料的狀況下，較佳選擇使液相與 氣相進一步混合且同時具有低滯液量以防止催化劑沈降之 設計。因此所用材料一般應具有最小孔隙率且同時不具有 靜流（fl〇w-calmed)區。為了防止固體沈積，例如在金屬或 塗釉陶瓷之狀況下，表面較佳應儘可能光滑。 所用隨機填料（例如）可為PaU®環或Raschig⑧環。 所用結構化填料之設計一般可為原本慣常用作蒸餾塔中 之内邻零件的所有設計，例如Mellapack⑧、〇ptifl〇w⑧、
Mellagrid®、Βχ®、Cy⑧、Meiiacarb〇n⑧、⑧、 Kerapak⑨型（來自 Sulzer Chemtech)、來自 M〇ntZ2M〇ntz_p放⑧ 型和 Flexipac®(來自 K〇ch_Giitsch)。 第一反應階段之環管反應器及第二反應階段之氣泡塔反 應益可以兩個空間上獨立之設備的形式排列，其（例如）經 由管線彼此連接。 然而在較佳實施例中，兩反應階段（特定言之，環管反 應益及氣泡塔反應器）排列於一個設備（氫化反應器）中。 在此較佳實施例中，氫化反應器經組態為長圓柱形管 (高圓柱形設計）。 官的總長度與直徑之比率較佳在5:1至100:ι，更佳5:1至 5〇:1 ’最佳1〇:1至30:1之範圍中。 140148.doc •19- 201002649 圓柱形管通常分為兩個區域。 氫化反應器之第一區域根據上文所述經組態為具有外部 熱父換器的％管反應器。 虱化反應器之第二區域根據上文所述經組態為氣泡塔反 應器。 裱管反應器之區域及氣泡塔反應器之區域一般藉由内部 零件（較佳為噴麗塔盤，諸如多孔板）彼此分離。 虱泡塔反應器之區域通常自防止逆混之第一安裝元件處 開始。在缝況了，第一併入元件亦算在氣泡塔反應器之 區域内。 將直至限制逆混之第一併入元件的區域指派到環管反應 盗之區域。 安裝有内部零件且進行1化製程之第二階段的反應器上 部區域之體積與進行該製程之第一階段的反應器下部區域 之體積的比率較佳在0.1:1至10:1範圍内，更佳在〇3:1至 2:1範圍内，最佳在〇·4:ι至1.5:1範圍内，尤其為丨^。 進行第二製㈣段之反應器上部區域之體積由噴麗塔盤 分成個別區段（隔室），由噴灑塔盤分開之一個別區段之體 積以反應器總體積計較佳在5至50%範圍内。 個別區段的數目較佳為1至20個，更佳為1至1〇個尤其 為2至6個。 在尤其極佳實施例中’安裝有内部零件且進行氫化製程 之第一階段的反應器上部區域之體積與進行該製程之第一 階段的反應器下部區域之體積的比率在〇 4:1至15:1範圍 140148.doc -20· 201002649 内，尤其為1:1，其中具有2至6個數目之個別區段。此較 佳實施例即使在第一反應階段中發生轉化率及負載變化的 情況下亦允許足以實現高轉化率的滯留時間。 在環管反應器與氣泡塔反應器整合在—個設備中的較佳 實施例中，本發明之方法較佳以如下方式進行：第一反應 階段之環管反應器中的反應物饋料與第二反應階段之氣泡 塔反應器中的氣體-液體混合物的出口之間的最大溫差為 2〇K ’較佳小於ιοκ。
可藉由泵循環系統中之循環速率及冷卻器尺寸來極精確 地固定環管反應器中之溫度。 較佳經由所供應之催化劑的量調節此反應器中之轉化 率。為了在氣泡塔反應器出口處實現實質上極完全之轉化 率且將整個反應器上出現的最大溫差限制在2〇κ以下，較 佳脈以下，已發現在第一製程階段之環管反應器中建立 90-98%，較佳92至98%範圍中的轉化率為有利的。 第—製程階段中之轉化率較佳由所供應之催化劑溶液或 催化劑懸浮液之濃度調節。一般而言，第一製程階段中之 轉化率可由於催化劑濃度增加而增加。 可藉由在泵循環系統中取樣或更佳藉助於合適線上分析 法，較佳藉助於紅外或近紅外量測來監視轉化率。 -般排列第二反應階段使得反應混合物藉助於氣體浮力 產生之流動而傳遞出經設計為環管反應器的區域，進入氣 泡塔反應器的内部零件中。 在第二反應階段（氣泡塔反應器）頂部，液體及氣體_起 140148.doc 201002649 :開反應器(氣化反應器)且-般在下游分離容器(氣體分離 )中彼此刀離。所分離之氣體通常被饋送回至第一反應 階段中之混合喷嘴(循環氣體)。 〜 :-反應階段之環管反應器及第二反應階段之氣泡塔反 應态亦可如上文所述以兩個單獨設備之形式排列。 在該替代實施例中，如上文所述將環管反應器組態為具 有外部熱交換器的環管反應器。 如上文所述’氣泡塔反應器組態為具有限制逆混之内部 零件的管式反應器。 在具有内部迴路之環管反應器中，可在環管反應器上部 區域内之導管上端的上方排列衝板。衝板大體上與導管成 直角排列且較佳與其間隔—至兩個導管直徑的距離。衝板 :佳,碟形’其直徑大於導管直徑且小於環管反應器内 授。厚度一般為約5至10 衝板通常具有使流在反應器 上部區域中倒轉的任務。 在反應階段經組態為兩個單獨設備的此替代方法變體 中’通常藉助於混合噴嘴朝環管反應器供應氫氣及液體反 應混合物。在環管反應器之任何點處，例如在下部區域或 泵送循環系統中（但在計量添加反應物之點的上游），分出 一部分液體反應混合物且將其饋入至第二反應階段中。來 自第製红階段之反應混合物可藉助於泵而饋入，但亦可 以如下方式貫現饋入.第二製程階段在略微較低之反應壓 力下操作，且由於壓差將反應混合物傳輸至第二製程階段 中。 140148.doc -22- 201002649 通常較佳藉助於喷嘴將來自第一階段之反應混合物較佳 與氣氣一起計量至第二階段的氣泡塔反應器中。然而’氫 氣亦可被單獨供應’例如較佳在氣泡塔反應器的下部區域 中經由氣體引入或分配器環供應。在供應反應物（尤其氫 亂）之氣泡塔反應器下部區域中，通常無内部零件。此通 _内。卩零件之區域通常對應於第二反應階段的氣泡塔反 應α。體積的5至5 〇%。當所用内部零件為諸如多孔板之塔
k寺了將氫氧引入至在第一塔盤上游之反應室中或引入 至介於第一塔盤與第二塔盤之間的反應空間中。 可供應新鮮氫氣或供應作為循環氣體的氫氣。 在第一反應階段頂部，液體及氣體一起離開氣泡塔反應 益且一般在下游分離容器（氣體分離器）中彼此分離。所分 離之氣ϋ通常被饋送回至第—及/或第二反應階段中之混 合噴嘴（循環氣體）。 類似於環管反應器與氣、泡塔反應器整合在—個設備中的 S方法貫施例的進行而進行反應，使得^ ^"反應階段之 ，管反應器中的反應物饋料與第二反應階段之氣泡塔反應 益中的乳體-液體混合物出口之間存在2〇κ，較佳小於服 、=差異車Χ佳經由所供應之催化劑的量調節轉化率。 ^ 了實見氣/包塔反應器出口處的最大轉化率且將整個反應 器上出現之最大溫差限制於2〇Κ以下，較佳跳以下已 發現在第—製程階段之環管反應器中建立9G-98%，較佳92 至98/。犯圍内的轉化率為有利的。較佳經由所供應之催化 劑溶液或催化劑懸浮液之濃度調節第-製程階段中之轉化 140148.doc •23- 201002649 率。一般而言，第一製程階段中之轉化率可由於催化劑漠 度增加而增加。 然而’本發明方法較佳在本發明反應器中進行，其中兩 個製程階段排列於一個設備中。 口此本發明另外提供南圓柱形設計之氫化反應器 (1)，其包含排列於下部反應區中之同心導管（2)及可藉以 供應反應物及反應混合物之向上定向之混合噴嘴（3)，存在 於自反應器通向混合泵之外部泵循環系統中之泵及熱交 換益（5) ’且具有一或多個安裝於反應器上部區域中的氣體 及液體可滲透之内部零件（丨0)，其中氫化反應器（丨）之總長 度與直徑之比率在5:1至1〇〇:1範圍中且反應器上部區域體 積與反應裔下部區域體積之比率為0 05:1至10:1。 本發明方法之第一階段在氫化反應器（丨）之下部區域中 進行，而氫化製程的第二階段在氫化反應器（1)之上部區域 中進行。 在氫化反應器（1)之下部區域中在管式反應器内部排列 有同心圓柱形導管（2) ’其基本上在管式反應器下部區域的 整個長度上延伸直至反應器上部區域的内部零件，儘管内 令件與導上端間隔一至兩個導管直徑的距離。 導官（2)大體上組態為簡單的管。導管的長度與直徑之 比率較佳為5:1至100:1，更佳為5:1至25:1，且最佳為1〇:1 至20:1 。 導官直徑與管式反應器之直徑的比率較佳為〇.3:1至 0·9:1，更佳為 0.5:1 至 0.7:1。 140l48.doc -24· 201002649 導管與反應器内壁之間的空間—般稱為環形空間。 混合喷嘴(3)通常經排列使得混合噴嘴產生：氣：液體 射流經導向至導管中。混合噴嘴較佳排列於導管下端之下 方，尤其以爾管直徑直至一個導管直經隔開，或以高 達若干導管直徑之深度浸沒於導管中。 混合噴嘴的上端較佳以-個導管直徑之長度浸沒於導管 中。
在氫化反應器中，較佳在反應器下部區域中存在一提取 管線，可經由該提取管線藉助於泵（4)將反應混合物饋送回 至外部泵送循環系統内的混合噴嘴（3)。 泵（4)之實例為離心泵或旋轉活塞泵，包括轉葉泵及齒 輪泵。尤其較佳為使用離心泵作為傳輸單元。 術語「混合噴嘴」以慣用方式指在流向中變窄之管。氫 氣、可/谷解於溶劑中之反應物及催化劑溶液或催化劑懸浮 液在混合喷嘴中劇烈混合且饋入至反應器中。 混合噴嘴可定義為一種物質或兩種物質之喷嘴。 在一種物質之噴嘴的狀況下，僅噴入液體反應混合物且 將氫氣在任何其他點處饋入至反應器中，但較佳在液相中 (例如）藉助於噴灑或分配器環饋入。此實施例有利的是該 一種物質之噴嘴的簡單構造；不利的是氫氣在反應混合物 中相對不良之分散。 在兩種物質之噴嘴的狀況下，氫氣與液體反應混合物一 起饋入且分散。在此實施例中，通常實現氫氣在反應混合 物中之高度分散。 140148.doc -25- 201002649 混合噴嘴較佳經組態為兩種物質之噴嘴。 在本申請案之上下文令，、 文T，兩種物質之噴嘴介办> 顆粒懸浮存在於液P '亦係礼催化劑 夜肢反應混合物中的噴嘴。、八+ 佳實施例顯示於圖2 ψ rtti σ贺嘴之較 阋2中且在下文中詳細描述。 在外部循環系統中，存 ^ 存在一熱父換器（5)。 較“地，在外部循環系統中提供經 入的饋料管線（6、7及8)。 …工’、;反應物之饋 熱交換器(例如)為管束熱交換器、雙管 熱交換器或螺旋熱& # $ …' 、益、板式 力下⑼巴之反應器設計壓 刀广 平乂1土使用管束埶交拖哭•户私^ ^ 換态，在較咼壓力下，較伟佶田 一或夕個串聯之雙管熱交換器。 吏用 氫化反應器之上部區域中 滲透之内部零件⑽氣體及液體可 )肖助於料㈣零件使上部區域與 反應1§之下部區域空間分離。 適用内部零件包括上述内部零件，該等氣體及液體可渗 透之内。Ρ夺件⑽較佳為噴灑塔盤，諸如多孔板。如上文 所述，内部零件亦可經組態成隨機填料或結構化填料。 氫化反應器⑴的總長度與直徑之比率較佳在5.i至 100:1’更佳5:1至5〇:1，最佳1〇:1至3〇:1之範圍中。 將虱化反應、器設計為長的細管以提供若干優冑。根據反 應技術，已發現長管為有利的，因為上升氣泡在反應器中 具有比較長的滯留時間且因此可以高轉化率轉化而不必再 加麼。就設備而言’該反應器設計尤其提供由圓柱形管簡 單製造之優勢。此外’在用於高系統壓力之組態的狀況 140148.doc -26、 201002649 下’直徑越小，所需壁厚減少越多。 安裝有内部零件且進行氫化製裎楚 衣程之苐二階段的反應器上 部區域之體積與進行該製程之第—階 半 u #又的反應器下部區域 之體積的比率較佳在0.05:1至10:1範圍内，更佳在〇3:1至 2:1範圍内，最佳在(^丨至^丨範圍内，尤其為1 4。
進行第二製程階段之反應器上部區域之體積係以喷讓塔 盤分成個別區段(隔室）’由噴灑塔盤分開之個別區段之體 積以反應器總體積計較佳係在5至5〇%範圍内。 個別區段的數目較佳為β2〇個，更佳為個尤其 為2至6個。 在尤其極佳之實施例中，安裝有内部零件且進行氣化製 私之第一 p白”又的反應器上部區域之體積與進行該製程之第 一階段的反應器下部區域之體積的比率係在〇 ·七丨至丨5 ^的 車巳圍内，尤其為1:1，具有2至6個之數目的區段。此較佳 實施例即使在第-反應階段中發生轉化率及負載變化的情 况下亦允a午足以貫現咼轉化率的滞留時間。 在反應器上部區域中，通常存在一反應混合物的出口 點，該反應混合物係在分離器⑴）中分離成液體流/產物流 (12)及氣體流。通常包含氫氣之氣體流可經由循環氣體管 線（9)饋入至混合喷嘴（3)中或以廢氣流（2〇)形式發送至處 理。 隨附圖式展不氫化反應器之較佳實施例及混合喷嘴（3) 之較佳實施例： 圖1展示較佳氫化反應器之完整結構，其中環管反應器 140148.doc -27- 201002649 及氣/包i合反應器係整合於一個設備中，其結構及功能模式 係闡述如下： 本發明氫化反應器（1)係設計為長圓柱形管（高圓柱形設 計），其中如本文所述，總長度與直徑之比率在5:1至 100:1，較佳5:1至5〇:1，更佳10:1至30:1範圍内。反應器係 藉助於複數個多孔板（i 〇)分開（所示實例中展示其中四 個），使得環管反應器區域（最低塔盤下方）中之體積為約 50%，且所得上部腔室（氣泡塔反應器之區域）中之體積各 自尺寸相等，在所示實例中每一狀況下為125%。然而， 根據反應系統及所釋放之反應熱，個別區段之另一分布亦 為可能的。 在反應器下部區域中安置一居中安裝之管，即所謂導管 ⑺。在反應器基底中居巾安裝一噴讓喷嘴⑺，其朝導管 (2)突出。 糟助於循環泵（4)自反應器下部部分提取液體且將其傳 =經過熱父換器（5)以供冷卻用。在熱交換器下游，於此循 衣液體中添加氫氣（6)及液體反應物⑺及液體催化劑懸浮 液W。所獲得之混合物最終經由混合喷嘴⑺饋送回至反 應器中。在混合嗔嘴（3)中，吸人循環氣體（9)，將其壓縮 且分散於液體中。 在/“噴嘴（3)的上部部分巾，自導管（2)與反應器⑴之 :邛夾套之間的環形空間吸入液體且將其與液體'氣體混 合物進一步混合。 在導管(2)上方，液體與氣體分離。大部分液體向下流 140148.doc •28- 201002649 回至導管外部；液體之過多部分與氣體—起向上穿過多孔 板（1 〇)進入氣泡塔反應器的個別區段中。 液體-氣體混合物在反應器頂部離開且在分離容器（丨丨）中 分成液相與氣相。將氣相經由循環氣體管線（9)完全或部分 饋入至混合喷嘴（3)中或自反應器系統（20)移除。將液相自 反應益系統完全提取出且發送至處理（12)。 圖2展示混合喷嘴（3)的較佳實施例。 液體在底部進入混合噴嘴（13)且首先藉助於旋流體（15) 進行旋轉，且接著在第一喷嘴（16)中以較佳1〇至7〇 m/si 速度進入第二腔室（17)。在此腔室中，循環氣體（14)由液 體噴管吸入，壓縮且與液體劇烈混合。氣體_液體混合物 經由自反應器吸入液體之第二噴嘴（18)進入反應器，且與 氣體-液體混合物一起傳輸至膨脹管（19)中且最終傳輸至反 應器之導管（2)中。 圖3展示兩個其他實施例，其中顯示可如何限制環管反 應器上方之氣泡塔反應器中垂直方向的逆混。除了圖1中 所示之夕孔板之外，氣泡塔反應器的整個體積可被結構化 填料（21)或隨機填料（22)填充。 本發明構成技術上簡單之氫化有機化合物的方法，藉由 戎方法’即使高度放熱之氫化亦可在狹窄溫度範圍内且以 連續模式以極高最終轉化率進行。本發明之方法使得可能 在界定之溫度範圍内進行反應，從而控制反.應物之異構物 比率且防止形成非所要副產物。該方法允許實現高轉化 率，且因此未轉化之反應物及所形成反應物的移除得以簡 140148.doc •29- 201002649 化。此外，該方法之反應方案及設備組態可以技術上 且經濟的方式實施。 自圖1中所示之卫作實例顯而易見，詳言之，本發明氫 化反應器⑴根本無需任何技術上複雜的裝備，例如攪拌 器。由於該簡單的設計，尤其對於高壓下之反應而言，可 尤其較佳使用此類型之反應器。此外，此方法允許實現長 服務壽命’因為心更換或再生催化劑的非所要反應器； 工數可減少，因為在活性或選擇性降低時可於製程中添加 新鮮催化劑且可自製程排出廢催化劑。 【實施方式】 藉由以下實例詳細說明本發明方法。 實例1 : 該實例描述藉由本發明方法的連續氫化。 根據DE 21 32 547中之實例1進行所用催化劑（氧化釕 (ιν>χ 0物）的製備，僅有之不同為免除在減壓下的最後乾 燥V驟為了製備催化劑懸浮液，將由此製備之5500 g濾 餅（包含以100%元素釕計算的579 g Ru)引入至經攪拌容器 中且與15〇 kg液體產物混合物（氫化反應器之流出物）劇烈 /¾合，使得所獲得之懸浮液包含〇 _3 7重量％ 。 用於氫化之原料為雙（4_胺基笨基）曱烷（4,4，-MDA)之熔 體’其純度為約99%。將反應物以溶體（溶點約為9(Γ(：)形 式使用’而未經溶劑進—步稀釋。 在連續生產工廠中進行氩化。反應器由直徑6〇〇 mm且 總高度16 m之直立圓柱形高壓管組成。在反應器上部部分 140H8.doc -30- 201002649 中以各狀況下2 m之距離安裝四個多孔板。多孔板各自具 有3 6個直徑1〇 mm的孔洞。最上的塔盤存在於上部反應器 盡下方2 m處。在反應器下部部分居中安裝長度6.3 m且直 徑0.3 5 m的導管，此官之上邊緣安裝於最下的多孔板下方 1 m處。根據圖2在反應器底部居中安裝多級喷嘴。第一噴 嘴之直徑為1 5 mm ;第二噴嘴之直徑為33 mm。膨脹管最 窄點處的直徑為40 mm，膨脹管出口處的直徑為8〇 mm , 且自第二管尖端處開始量測，膨脹管長度為7丨5 mm。膨脹 管朝導管中突出約550 mm。 在進行氫化之過程中，使用離心泵自反應器最下部分以 約25 m3/h提取液體，且藉助於熱交換器使液體冷卻，且在 添加純氫氣之後將液體反應物及催化劑溶液饋入至喷嘴 (連接13)。第一喷嘴（16)產生減壓且因此自分離器（11)提取 入氣體。吸入之循環氣體之量為約5〇〇〇 m3 (STp)/h。 將皿度為120C之500 kg/h的4,4，-MDA熔體及6_7 kg/h的 催化劑懸浮液連續饋入至反應器中。藉由將純氫氣沖入泵 送循％系統中’將反應器中之壓力調節至2〇〇巴。在反應 益中，反應器底部之溫度為23〇。〇，最下的多孔板下方之 溫度為233°C ’且反應器中最高點處之溫度為238t。將在 頂部離開之氣體·液體混合物在分離器中分離。在液面控 制下將所獲得之液體提取，減壓且冷卻至80°C。將分離器 中所獲侍之氣體以5000 m3 (STP)/h之量完全饋送回至混合 喷嘴及反應器下部部分。 藉助於氣相層析法對液體產物混合物之分析給出以下值 140148.doc -31 - 201002649 (以重量百分比計的濃度資料）： 反應流出物之分析 重量％ 低沸點副產物 6.85 高沸點副產物 3 最終產物 90 中間物 0.1 起始物質 0.05 最終產物：雙（4-胺基環己基）曱烷 中間物： （4-胺基環己基）（4-胺基苯基）曱烷 起始物質：雙（4-胺基苯基）曱烷 原料轉化率為99.95%，對最終產物的選擇性為約90%。 實例2 : 所用反應器系統如實例1中所述。 用於氫化之原料為雙（4-胺基-3-曱基苯基）曱烷（「鄰甲苯 胺鹼」）的熔體，其純度為約99%。將反應物以熔體（熔點 約為1 60°C )形式使用，而未經溶劑進一步稀釋。 所用催化劑為根據DE 21 32 547之實例1製備的氧化釕 (IV)水合物。將催化劑再次懸浮於液體反應器流出物中， 以便在此懸浮液中產生〇.37重量％的Ru濃度。 將75 0 kg/h鄰甲苯胺鹼熔體在180°C下連續饋入至反應器 中，同時饋入10 kg/h催化劑懸浮液。藉由將純氫氣補充入 泵送循環系統中，將反應器中之壓力調節至200巴。在反 應器中，反應器底部之溫度為240°C，最下的多孔板下方 140148.doc -32- 0 0201002649 之溫度為245°C，且反應器中最高點處之溫度為248°C。將 在頂部離開之氣體-液體混合物在分離器中分離。在液面 控制下將所獲得之液體提取，減壓且冷卻至80°C。將分離 器中所獲得之氣體以5000 m3 (STP)/h之量完全饋送回至混 合喷嘴及反應器下部部分。 藉助於氣相層析法對液體產物混合物之分析給出以下值 (以重量百分比計的濃度資料）： 反應流出物之分析 重量％ 低沸點副產物 3.5 南'/弗點副產物 1.3 最終產物 95.1 中間物 0.08 起始物質 0.02 最終產物： 雙（4-胺基-3-甲基環己基）曱烷 中間物： （4-胺基-3-甲基環己基）（4-胺基-3-甲基苯基） 曱烷 起始物質： 雙（4-胺基-3-甲基苯基）曱烷 原料轉化率為>99.9%，對最終產物的選擇性為約95%。 【圖式簡單說明】 圖1展示較佳氫化反應器的完整結構，其中環管反應器 及氣泡塔反應器整合在一個設備中。 圖2展示混合喷嘴之較佳實施例。 圖3展示兩個實施例，其中顯示可如何限制環管反應器 140148.doc -33 - 201002649 上方之氣泡塔反應器中垂直方向的逆混 【主要元件符號說明】 1 氫化反應器 2 同心圓柱形導管 3 混合喷嘴/噴灑喷嘴 4 循環泵 5 熱交換器 6 氮氣 7 液體反應物 8 液體催化劑懸浮液 9 循環氣體管線 10 内部零件/多孔板 11 分離器/分離容器 12 液體流/產物流 13 混合噴嘴 14 循環氣體 15 旋流體 16 第一噴嘴 17 第二腔室 18 第二噴嘴 19 膨脹管 20 反應器系統 21 結構化填料 22 隨機填料 140148.doc -34-

Claims (1)

  1. 201002649 七、申請專利範圍： 1 · 一種在多相系統中在均質或異質催化劑存在下氫化有機 化合物之連續方法，其包含以兩個階段進行該方法第 一階段係在具有外部熱交換器之環管反應器中進行且第 一階段係在具有受限逆混之氣泡塔反應器中進行。 2_如請求項1之方法，其中該氫化係在異質催化劑存在下 進行。 j· 如睛來項1及2,__ 化合物為芳族化合物 4·如请求項3之方法，其中所用之該等芳族化合物為聚合 MDA '本胺、2,4_二胺基甲苯、2,6·二胺基甲苯、鄰苯 -胺、間苯二胺、對苯二胺、雙(4_胺基苯基）甲烷 5. (:間二甲苯二胺(MXDA)、雙(4_胺基·3·甲基苯。 甲及/或雙（4_胺基_3,5-二甲基苯基）甲院。 如請求項1至4 φ $ ^ ^ 一項之方法，其中該方法之第一階 6. 又-/、有内部迴路流之環管反應器中進行。 如請求項〗至5中 該氣泡塔反應器中：：:之方法，其中在該第二階段之 如請求項6之方本混係受内部零件所限制。 渗透之噴讓塔盤。〃中該等内#零件為氣體及液體可 8. 如請求項6及7中 — 係由該等噴 夕項之方法’其中該氣泡塔反應器 為d20。、 為若干個㈣段且個職段之數目 9. 如請求項6之方 '，其中該等内部零件為隨機填料或結 140148.doc 201002649 構化填料。 1〇_如請求項丨至9中至少一項之方法’其中該方法之該兩個 階段係排列於一個設備中。 π .如請求項1至丨〇中至少一項之方法’其中在該第一勢程 階段之該環管反應器中的反應物饋料與該第二製程階段 之該氣泡塔反應器中之氣體-液體混合物出口之間存在— 20 K之最大溫差。 12. 如請求項丨至丨丨中至少一項之方法，其中在該環管反應 器中之轉化率為92至98%。 13. —種高圓柱形設計之氫化反應器（1)，其包含：排列於下 部反應區中之同心導管（2)及可藉以供應反應物及反應混 合物之向上定向之混合噴嘴（3);泵（4)及熱交換器（5)， 其係存在於自該反應器通向該混合泵之外部泵循環系統 中；且具有一或多個安裝於該反應器之上部區域中的氣 體及液體可滲透之内部零件⑽，其中該氫化反應器⑴ 2總長度與直徑之比率係在5:1M⑽：m圍中且該反應 器之該上部區域體積與該反應器之該下部區域體積之比 率為 0.05:1 至 1〇:1。 14_如請求項13之氫化反應器⑴，其中反應物之饋料(6、7 及8)係提供於該外部泵送循環系統中。 15.如印求項13及14中至少—項之氫化反應器⑴，其中該氣 體及液體可滲透之内部零件⑽為喷激塔盤，諸如多孔 板。 16·如请求項15之氮化；5庙恐/ 應益（1)，其中由該等噴灑塔盤分開 140148.doc 201002649 之區段體積以該反應器之總體積計係在5至5〇%的範圍 中，且個別區段之數目為1至2〇。 17.如請求項16之氫化反應器（1)，其中該反應器之該上部區 域體積與該反應器之該下部區域體積之比率係在〇·4:丨至 1.5 :1的範圍内’且個別區段之數目為2至6。 18·如請求項13至17中至少一項之氫化反應器（1)，其中該反 應混合物之一出口點係存在於該反應器之該上部區域 中，該反應混合物係在分離器（11)中分離為液體流/產物 流（12)及氣體流。 19 · 一種在多相系統中在均質或異質催化劑存在下氫化有機 化合物之方法，其包含在如請求項13至18中至少一項之 反應器中進行反應。 20. 一種可根據請求項丨至12中至少一項或請求項19獲得之 環脂族胺之用途，其係用作製造界面活性劑、藥物及作 物保護組合物、包括光穩定劑之穩定劑、聚合物、聚醯 ϋ 胺、異氰酸酷、環氧樹脂之硬化劑、聚胺基甲酸醋之催 化劑、用於製備第四銨化合物之中間物、增塑劑、腐蝕 抑制劑、合成樹脂、離子交換劑、紡織助劑、染料、硫 化促進劑、乳化劑及/或用於製備脲及聚脲之起始物質的 合成單元。 140148.doc
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